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一种多回流的 天然气乙烷回收方法

阅读：559发布：2020-05-18

专利汇可以提供一种多回流的天然气乙烷回收方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明公开一种多回流的天然气乙烷回收方法，涉及天然气处理工艺技术领域。其中原料气降温进入低温分离器内进行分离，分离出一部分气相经膨胀机组的膨胀端降压降温后，其膨胀端的气液混合物进入脱甲烷塔中上部；另一部分气相换热降温后调压进入塔顶分离器，分离出的气相换热降温后调压过冷进入脱甲烷塔上部，分离出的液相调压后同样进入脱甲烷塔上部；低温分离器分离出的液相经调压后进入脱甲烷塔中下部；脱甲烷塔顶部出来的气相换热升温后外输。本发明应用低温气化吸收制冷原理提高乙烷回收率，应用多级分离、多级预冷改善脱甲烷塔顶部回流，有效控制CO2固体的析出，降低脱甲烷塔塔底凝液产品CO2含量，并提高乙烷回收率。，下面是一种多回流的天然气乙烷回收方法专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种多回流的天然气乙烷回收方法，其特征在于，该天然气乙烷回收方法包括：原料气经第一冷箱(E11)和第二冷箱(E12)降温后进入低温分离器(V11)内进行分离，分离出气相和液相；低温分离器(V11)分离出的一部分气相经膨胀机组(K11)的膨胀端降压降温后，其膨胀端的气液混合物进入脱甲烷塔(T11)中上部；另一部分气相经第三冷箱(E13)换热降温后调压进入塔顶分离器(V12)，在塔顶分离器(V12)内分离成气相和液相；塔顶分离器(V12)分离出的气相经第四冷箱(E14)换热降温后调压过冷进入脱甲烷塔(T11)上部；塔顶分离器(V12)分离出的液相调压后同样进入脱甲烷塔(T11)上部；低温分离器(V11)分离出的液相经调压后进入脱甲烷塔(T11)中下部；部分外输气依次经第一冷箱(E11)、第三冷箱(E13)和第四冷箱(E14)换热降温后调压过冷进入脱甲烷塔(T11)顶部；脱甲烷塔(T11)顶部出来的气相依次经第四冷箱(E14)、第三冷箱(E13)和第一冷箱(E11)换热升温后进入第二膨胀机组(K11)的增压端、空冷器(A11)、外输气压缩机(K12)和第二空冷器(A12)后外输，脱甲烷塔(T11)底部出来的液相进入脱乙烷塔(T32)；
所述低温分离器(V11)的压力比塔顶分离器(V12)的压力高；
所述低温分离器(V11)分离出的一部分气相占总量的70％～85％，低温分离器(V11)分离出的另一部分气相占总量的15％～30％；
所述脱甲烷塔(T31)底部出来的含乙烷凝液经调压后进入脱乙烷塔(T32)分为乙烷产品和含丙烷及丙烷以上的凝液产品。
2.根据权利要求1所述的一种多回流的天然气乙烷回收方法，其特征在于，所述第一冷箱(E11)、第二冷箱(E12)、第三冷箱(E13)和第四冷箱(E14)均采用多股板翅式换热器，将两股热流与一股冷流、一股热流与多股冷流、两股热流与一股冷流、两股热流与一股冷流分别集成于第一冷箱(E11)、第二冷箱(E12)、第三冷箱(E13)和第四冷箱(E14)中。
3.根据权利要求2所述的一种多回流的天然气乙烷回收方法，其特征在于，所述第一冷箱(E11)的两股热流分别为原料气、部分外输气回流，一股冷流为经第三冷箱(E13)和第四冷箱(E14)换热后的脱甲烷塔(T11)顶部出来的气相。
4.根据权利要求2所述的一种多回流的天然气乙烷回收方法，其特征在于，所述第二冷箱(E12)的一股热流为原料气，多股冷流分别为三股脱甲烷塔(T11)底侧线抽出的物流，一股为外部制冷系统提供的冷流。
5.根据权利要求2所述的一种多回流的天然气乙烷回收方法，其特征在于，所述第三冷箱(E13)的两股热流分别为经第一冷箱(E11)换热降温后的部分外输气、低温分离器(V11)分离出的一部分气相，一股冷流为经第四冷箱(E14)换热后的脱甲烷塔(T11)顶部出来的气相。
6.根据权利要求2所述的一种多回流的天然气乙烷回收方法，其特征在于，所述第四冷箱(E14)的两股热流分别为经第一冷箱(E11)、第三冷箱(E13)换热降温后的部分外输气、塔顶分离器(V12)分离出的气相，一股冷流为脱甲烷塔(T11)顶部出来的气相。

说明书全文

一种多回流的天然气乙烷回收方法

技术领域

[0001] 本发明涉及天然气处理工艺技术领域，具体为一种多回流的天然气乙烷回收方法。

背景技术

[0002] 近年来，随着天然气工业的发展，应用膨胀机制冷回收天然气凝液技术得到迅猛发展，膨胀机制冷工艺是利用原料气压差获得冷量，膨胀比越大，膨胀机出口压力越低，其系统冷量越多，其凝液回收率就越高。现有典型乙烷回收流程图如图2所示，其流程是天然气经冷箱换热降温后进入低温分离器分离，其低温分离器的气相分成两股流，一股气体流经膨胀机膨胀降压降温后送入脱甲烷塔的中部，另一股气体流(15％～30％)与低温分离器的部分液相混合后经冷箱换热调压过冷后送入脱甲烷塔的中上部；低温分离器的另一部分液相经调压进入脱甲烷塔中下部。并将部分外输气(5％～20％)回流经冷箱换热降温调压过冷后进入脱甲烷塔的顶部。

[0003] 此流程对于4MPa～7MPa的原料气具有高乙烷回收率，且可通过调节外输气回流量调节乙烷回收率，乙烷回收装置具有较高的经济性。但当原料气中含少量CO2时，随着乙烷回收率的提高(高于95％)，外输气回流比例不断增大，一方面可能会造成脱甲烷塔顶部几块塔板上有固体CO2析出，造成CO2冻堵的发生；另一方面也会导致外输气再压缩机组轴功率显著增加，乙烷回收装置系统能耗增加。

[0004] 为了克服上述典型乙烷回收流程(图2)的不足，降低天然气乙烷回收装置的系统能耗，本发明针对开发了一种多回流的天然气乙烷回收的方法，回收天然气中乙烷及乙烷以上的凝液。

发明内容

[0005] 本发明所要解决的技术问题是提供一种多回流的天然气乙烷回收方法，该方法降低了装置系统能耗，提高了系统冷热利用率，其乙烷回收装置的经济效益得到有效提升。

[0006] 本发明解决上述技术问题所提供的技术方案是：一种多回流的天然气乙烷回收方法，原料气经第一冷箱和第二冷箱降温进入低温分离器内进行分离，分离成气相和液相；低温分离器分离出的一部分气相经膨胀机组的膨胀端降压降温后，其膨胀端的气液混合物进入脱甲烷塔中上部；低温分离器分离出的另一部分气相经第三冷箱换热降温后调压进入塔顶分离器，在塔顶分离器内分离成气相和液相；塔顶分离器分离出的气相经第四冷箱换热降温后调压过冷进入脱甲烷塔上部，分离出的液相调压后同样进入脱甲烷塔中部；低温分离器分离出的液相经调压后进入脱甲烷塔中下部；部分外输气依次经第一冷箱、第三冷箱和第四冷箱换热降温后调压过冷进入脱甲烷塔顶部；脱甲烷塔顶部出来的气相依次经第四冷箱、第三冷箱和第一冷箱换热升温后进入第二膨胀机组的增压端、空冷器、外输气压缩机和第二空冷器后外输，脱甲烷塔底部出来的液相进入脱乙烷塔。

[0007] 进一步的技术方案是，所述第一冷箱、第二冷箱、第三冷箱和第四冷箱均采用多股板翅式换热器，将两股热流与一股冷流、一股热流与多股冷流、两股热流与一股冷流、两股热流与一股冷流分别集成于第一冷箱、第二冷箱、第三冷箱和第四冷箱中。

[0008] 进一步的技术方案是，所述第一冷箱的两股热流分别为原料气、部分外输气回流，一股冷流为经第三冷箱和第四冷箱换热后的脱甲烷塔顶部出来的气相。

[0009] 进一步的技术方案是，所述第二冷箱的一股热流为原料气，多股冷流分别为三股脱甲烷塔底侧线抽出的物流、一股为外部制冷系统提供的冷流。

[0010] 进一步的技术方案是，所述第三冷箱的两股热流分别为经第一冷箱换热降温后的部分外输气、低温分离器分离出的一部分气相，一股冷流为经第四冷箱换热后的脱甲烷塔顶部出来的气相。

[0011] 进一步的技术方案是，所述第四冷箱的两股热流分别为经第一冷箱、第三冷箱换热降温后的部分外输气、塔顶分离器分离出的气相，一股冷流为脱甲烷塔顶部出来的气相。

[0012] 进一步的技术方案是，所述低温分离器的压力比塔顶分离器的压力高。

[0013] 进一步的技术方案是，所述低温分离器分离出的一部分气相占总量的70％～85％，另一部分气相占总量的15％～30％。

[0014] 进一步的技术方案是，所述脱甲烷塔底部出来的液相经调压后进入脱乙烷塔中部。

[0015] 脱乙烷塔分馏出来的气相分为两路，其中一路作为乙烷产品，其流量占塔顶气相总流量的50％，另一路经冷却器降温后进入脱乙烷塔回流，其回流罐分离出来的液相经脱乙烷塔回流泵升压后的低温液烃调压后回流进入脱乙烷塔顶部。

[0016] 脱乙烷塔底部分馏出来的液烃为含丙烷及丙烷以上重组分的凝液，根据产品品种和质量要求进一步蒸馏切割分离为所需产品。

[0017] 采用上述技术方案所产生的有益效果是：应用低温气化吸收制冷原理提高乙烷回收率；应用多级分离、多级预冷改善脱甲烷塔顶部回流，使回流过冷气中含CO2和乙烷及以上组分更少，有效控制CO2固体的析出，并提高乙烷回收率；应用塔顶分离器液相来控制脱甲烷塔上部(5块塔板以下)的CO2冻堵温度，同时有效降低塔顶1-3块塔板上的CO2含量，从而减少塔顶发生CO2结冰的可能性；脱甲烷塔塔底产品CO2含量降低36.7％，有效降低脱CO2功率；应用设置多股侧重沸线降低脱甲烷塔重沸器热负荷；采用多股低含乙烷及以上组分的低温液烃作为脱甲烷塔的吸收剂，改善了脱甲烷塔的分离效率和操作稳定性；流程采用高效的多股板翅式换热器，优化了换热网络，提高冷热利用率，减少冷热损失，降低了乙烷回收装置系统能耗。附图说明

[0018] 图1是本发明的工艺流程图；

[0019] 图2是现有典型外输气回流乙烷回收工艺流程图；

[0020] 图3是实施例1的工艺流程图。

[0021] 图中所示：E11-第一冷箱、E12-第二冷箱、V11-低温分离器、K13-第一膨胀机组、T11-脱甲烷塔、E13-第三冷箱、V12-塔顶分离器、E14-第四冷箱、K11-第二膨胀机组、A11-空冷器、K12-外输气压缩机、A12-第二空冷器、E15-脱甲烷塔底重沸器、E31-第五冷箱、E32-第六冷箱、V31-第一低温分离器、K33-第三膨胀机组、T31-第一脱甲烷塔、E33-第七冷箱、V32-第一塔顶分离器、E34-第八冷箱、K31-第四膨胀机组、A31-第一空冷器、K32-第一外输气压缩机、A32-第三空冷器、E35-第一脱甲烷塔底重沸器、T32-脱乙烷塔、E36-冷却器、V33-脱乙烷塔回流罐、P32-脱乙烷塔回流泵、E36-脱乙烷塔底重沸器。

具体实施方式

[0022] 下面结合实施例和附图对本发明做更进一步的说明。

[0023] 如图1所示，本发明的一种多回流的天然气乙烷回收方法，原料气经第一冷箱E11和第二冷箱E12降温进入低温分离器V11内进行分离，分离成气相和液相；低温分离器V11分离出的一部分气相(70％～85％)经膨胀机组K11的膨胀端降压降温后，其膨胀端的气液混合物进入脱甲烷塔T11中上部；低温分离器V11分离出的另一部分气相(15％～30％)经第三冷箱E13换热降温后调压进入塔顶分离器V12，在塔顶分离器V12内分离成气相和液相；塔顶分离器V12分离出的气相经第四冷箱E14换热降温后调压过冷进入脱甲烷塔T11上部；塔顶分离器V12分离出的液相调压后同样进入脱甲烷塔T11上部；低温分离器V11分离出的液相经调压后进入脱甲烷塔T11中下部；部分外输气依次经第一冷箱E11、第三冷箱E13和第四冷箱E14换热降温后调压过冷进入脱甲烷塔T11顶部；脱甲烷塔T11顶部出来的气相依次经第四冷箱E14、第三冷箱E13和第一冷箱E11换热升温后进入第二膨胀机组K11的增压端、空冷器A11、外输气压缩机K12和第二空冷器A12后外输，脱甲烷塔T11底部出来的液相进入脱乙烷塔T32。

[0024] 上述方法中，原料气多级预冷分离、部分低温气体过冷、外输气回流工艺以及膨胀机组K11制冷相结合，并将塔顶分离器V12的过冷气体和回流外输气送入脱甲烷塔T11为塔顶提供回流以提高乙烷回收率，将塔顶分离器V12液相送入脱甲烷塔T11上部来预防塔内发生CO2冻堵，且乙烷回收率可根据回收率目标值调节。

[0025] 本方法中，所述第一冷箱E11、第二冷箱E12、第三冷箱E13和第四冷箱E14均采用多股板翅式换热器，将两股热流与一股冷流、一股热流与多股冷流、两股热流与一股冷流、两股热流与一股冷流分别集成于第一冷箱E11、第二冷箱E12、第三冷箱E13和第四冷箱E14中。

[0026] 所述第一冷箱E11的两股热流分别为原料气、部分外输气回流，一股冷流为经第三冷箱E13和第四冷箱E14换热后的脱甲烷塔T11顶部出来的气相。所述第二冷箱E12的一股热流为原料气，多股冷流分别为三股脱甲烷塔T11底侧线抽出的物流、一股为外部制冷系统提供的冷流。所述第三冷箱E13的两股热流分别为经第一冷箱E11换热降温后的部分外输气、低温分离器V11分离出的一部分气相，一股冷流为经第四冷箱E14换热后的脱甲烷塔T11顶部出来的气相。所述第四冷箱E14的两股热流分别为经第一冷箱E11、第三冷箱E13换热降温后的部分外输气、塔顶分离器V12分离出的气相，一股冷流为脱甲烷塔T11顶部出来的气相。

[0027] 优选的技术方案是，所述低温分离器V11的压力比塔顶分离器V12的压力高。通过设置不同压力等级来多次预冷分离原料气，使脱甲烷塔顶回流气相气质更贫，低温吸收效果更佳。所述塔顶分离器V12的压力与原料气的压力、气质和乙烷回收率有关，塔顶分离器V12的操作压力通过工艺流程模拟决定。

[0028] 实施例1

[0029] 如图3所示，原料气气质组成及工况条件

[0030] 原料气处理规模：1500×104m3/d

[0031] 原料气压力：5.9MPa.a

[0032] 进站温度：21℃

[0033] 干气外输压力：≥6.0MPa.a

[0034] 原料气组成见表1。

[0035] 表1原料气组成

[0036]组分 N2 CO2 C1 C2 C3 iC4
mol％ 1.4301 0.9030 89.2415 6.2903 1.3901 0.2530
组分 nC4 iC5 nC5 C6 C7+ H2O
mol％ 0.2670 0.0790 0.0610 0.0460 0.0390 0.0000

[0037] 如图3所示，本发明的一种多回流的天然气乙烷回收方法，包括以下步骤：进乙烷回收装置的原料气(5.9MPa.a、21℃)进入第五冷箱E31和第六冷箱E32降温后再进入第一低温分离器V31，第一低温分离器V31的气相(5.84MPa.a、-52.0℃)分成两路，其中一路经第三膨胀机组K33的膨胀端降压降温，其流量占第一低温分离器V31气相总流量的75％，从第三膨胀机组K33膨胀端出来的气液混合物(2.60MPa.a、-84.53℃)进入第一脱甲烷塔T31中上部；另一路与第一低温分离器V31的部分液相(其流量占第一低温分离器V31液相总流量的15％)混合后经第七冷箱E33换热降温后(5.82MPa.a、-66.00℃)调压至(5.0MPa.a、-71.56℃)进入第一塔顶分离器V32；第一塔顶分离器V32的气相经第八冷箱E34换热降温后(4.98MPa.a、-95.00℃)节流至(2.60MPa.a、-100.6℃)进入第一脱甲烷塔T31上部；第一塔顶分离器V32的液相节流后(2.60MPa.a、-92.54℃)同样进入第一脱甲烷塔T31上部；第一低温分离器V31的另一部分液相经调压至(2.60MPa.a、-75.34℃)进入第一脱甲烷塔T31中下部。外输气分出一小部分进行回流，气流量占外输气总流量的7.77％，经第五冷箱E31、第七冷箱E33和第八冷箱E34换热调压后(2.6MPa.a、-101.6℃)进入第一脱甲烷塔T31的顶部；第一脱甲烷塔T31顶部的气相经第八冷箱E34、第七冷箱E33和第五冷箱E31换热至15.66℃后再依次进入第四膨胀机组K31的增压端增压(2.88MPa.a、30.61℃)、经第一空冷器A31冷却和第一外输气压缩机K32增压至6.2MPa.a后，再经第三空冷器A32冷却后进入外输天然气管线外输，其外输气的流量为1367×104m3/d；从第一脱甲烷塔T31中下部和底部分别抽出三股液流进行侧重沸，其中中下部抽出(2.58MPa.a、-81.15℃)流量为59973kg/h的液流经第六冷箱E32升温至-60℃后回流入第一脱甲烷塔T31，下部抽出(2.59MPa.a、-61.14℃)流量为
70637kg/h的液流经冷箱E32升温至-40℃后回流入第一脱甲烷塔T31，底部抽出(2.60MPa.a、-5.01℃)流量为71427kg/h的液流经第六冷箱E32升温至6℃后回流入第一脱甲烷塔T31；第一脱甲烷塔T31底部分馏出来的液烃(2.60MPa.a、10.23℃)经调压后(2.60MPa.a、10.38℃)去第一脱甲烷塔底重沸器、脱乙烷塔，，脱乙烷塔T32分馏出来的气相(2.53MPa.a、-0.08℃)分为两路，其中一路作为乙烷产品，其流量占塔顶气相总流量的
50％，另一路经冷却器E36降温至-7℃后进入脱乙烷塔回流罐V33，其回流罐分离出来的液相(2.51MPa.a、-7℃)经脱乙烷塔回流泵P32升压后的低温液烃(2.65MPa.a、-6.77℃)调压后回流进入脱乙烷塔T32顶部；脱乙烷塔T32底部分馏出来的液烃(2.56MPa.a、87.93℃)为含丙烷及丙烷以上重组分的凝液(其乙烷的摩尔含量为1％)，其凝液的产量为28079kg/h。
根据产品品种和质量要求进一步蒸馏切割分离为所需产品。其凝液回收装置的乙烷回收率为95.0％。

[0038] 本发明提出高压天然气的乙烷回收工艺，与现有典型乙烷回收流程相比，提高乙烷回收率0.8％，增加乙烷产品量6418.47t/a。节省丙烷制冷压缩机功率730.87kW，节省主体装置压缩功耗2395.85×104MJ/a,其乙烷回收装置节能显著。

[0039] 以上所述，并非对本发明作任何形式上的限制，虽然本发明已通过上述实施例揭示，然而并非用以限定本发明，任何熟悉本专业的技术人员，在不脱离本发明技术方案范围内，当可利用上述揭示的技术内容作出些变动或修饰为等同变化的等效实施例，但凡是未脱离本发明技术方案的内容，依据本发明的技术实质对以上实施例所作的任何简单修改、等同变化与修饰，均仍属于本发明技术方案的范围内。

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